毕业设计(论文)--苯--甲苯分离过程板式精馏塔设计.doc

2011届本科生毕业设计 苯-甲苯分离过程中板式精馏塔设计

苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计

(化学化工学院 2011级化学工程与工艺)
指导老师：
摘 要
本人设计了苯—甲苯分离过程板式精馏塔装置，分别是：首先选择和确定生产工艺流程和方案；生产的主要设备—板式塔工艺参数计算：精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件以及有关物性数据的计算、精馏塔的塔体工艺尺寸计算、精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算；绘制了精馏塔设计条件图及生产工艺流程图；对设计过程中的的问题进行了研究和评论。
关键词：苯—甲苯; 分离过程；精馏塔

1引言
1.1苯与甲苯
1.1.1苯的性质及其用途
苯是有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃。在常温下是一种无色、有芳香气味的透明液体。易挥发且难溶于水，1L的水中最多溶于1.7g水，易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂，苯的自身也是良好的有机溶剂。苯化学性质是易取代，难氧化，难加成。而且苯的产量和生产的技术水平是衡量一个国家石油化工水平的重要标志。
苯是常用溶剂，在化工企业上主要用于生产原料及合成其衍生物。主要用于金属脱脂。苯有减轻爆震的作用，因此而作为汽油的添加剂。此外，苯在工业上最重要的用途是做化工原料。
1.1.2甲苯的性质及其用途
甲苯是最普通的，最重要芳烃化合物之一。在空气中它并不能完全燃烧。有特殊芳香气味，几乎不溶于水，能和酒精以及乙醚任意比例混溶。甲苯很容易发生氧化和硝化。硝化反应生成的对硝基基甲苯和邻硝基甲苯是染料的原料。
1.1.3甲苯的危害
苯与甲苯性质很相试，是化工工业上很广的原料，其蒸汽有毒。对皮肤和粘膜有刺激性，对中枢神经系统有麻醉作用。急性中毒的重症者可有躁动、抽搐、昏迷。
1.2苯与甲苯分离过程的工艺流程原理及设计
首先，苯与甲苯的性质很相试，分子间的相互作用力几乎相等，符合拉乌尔定律，属于理想溶液。采用连续精馏流程。
38%的苯和甲苯混合溶液

原料储存

冷凝
原料预热

分配
精馏

再沸

冷却

99.8%的甲苯储存
冷却

98%的苯储存

1板式塔简图与基础数据的搜集
1.1操作条件的确定
塔顶压强
回流比
单板压降
塔釜加热蒸汽压力
年工作日
进料状况
4kp
2Rmin
0.7kPa
0.50mPa
7400h
泡点进料

1.2 基础数据的搜集

表1苯与甲苯的密度（液相）
温度
80
90
100
110
120
ρA，kg/m3
814
805
791
778
763
ρB，kg/m3
809
801
791
780
768

表2苯与甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（℃）
临界温度tc(℃)
临界压强PC(kPa)
苯
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7

项目
1
2
3
4
5
6
7
温度
80
85
90
95
100
105
110.6
PA0,mmg
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240
PB0,mmg
40
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
240

表3苯与甲苯饱和蒸汽压
表4苯与甲苯的表面张力（液相）
项目
1
2
3
4
5
温度
80
90
100
110
120
σA ,mN/m
21.2
20
18.8
17.5
16.2
σB ,mN/m
21.7
20.6
19.5
18.4
17.3

1.3板式塔简图

图2 板式塔的简图
2精馏塔的物料衡算
2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯：
甲苯:MB =92.13Kg/Kmol
XF ==0.658
XD==0.984
XW==0.0024
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=78.11×0.683+(1-0.683)×92.13=82.55Kg/Kmol
MD=78.11×0.984+(1-0.984)×92.13=78.33 Kg/Kmol
MW=78.11×0.0024+(1-0.0024)×92.13=92.10 Kg/Kmol
2.3塔顶、塔底的进料板精馏段的液相平均密
塔顶的质量分率αA==0.981
pLDM==977.5Kg/kmol
进料板液相平均密度计算：
进料板液相质量分率αA==0.68
pLFM== 833.3 Kg/kmol
塔底液相质量分率αA==0.0020
Plwm==769.23 Kg/kmol
精馏段液相平均的密度：pLM==905.4
提馏段液相平均密度p`LM==802.22
2.4物料衡算产品产量
W==98.22Kmol/h
总物料衡算 F=D+72.10(1)
苯物料衡算
F×0.658=0.984×D+0.0024(2)
解(1)(2)得 F=144.63 Kmol/h D=72.53Kmol/h
2.5 塔板数的计算与确定

常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度（）
液相中苯的摩尔分率x
气相中苯的摩尔分率y
80
1.000
1.000
85
0.780
0.900
90
0.580
0.776
95
0.411
0.623
100
0.257
0.455
105
0.129
0.260
110.6
0.000
0.000

2.5.1理论塔板层数Nr的求取
因为苯-甲苯物系属于理想物系，可以选择用图解法来求精馏塔的理论板层数。
绘t-x-y图和x-y图根据苯—甲苯的相平衡数据，利用泡点和漏点方程求取x～y
由上述数据可绘出t-x-y图和x-y图
2.5.2最小回流比和操作回流比的确定
由图的则最小回流比为:
Rmin==0.200
则操作回流比为：
R=2Rmin=0.400

图3 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图
精馏塔气、液相负荷的确定
L=RD=0.4×72.53=29.012
V=(R+1)D=1.4×72.53=101.542
L`=L+F=29.012+144.63=173.642
V`=V=101.542(q=1)
操作线方程
精馏段操作线方程
y =D==0.286x+0.703
提馏段操作线方程
y`=w=1.710x-0.00232
图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，图3所示，求解结果为
总理论塔板数为：NT =14（包括再沸器）
进料板位置第6板
2.6实际塔板数的求取
精馏段实际板层数N精=5/0.52=10
提馏段实际板层数N提=8/0.52=16
总塔板数N总=10+16=26

3精馏塔工艺条件及有关物性参数的计算
3.1操作压力计算
塔顶操作压力＝101.3+5=106.3kPa
塔底操作压力=119.4kPa
每层塔板压降
进料板压力PF=106.3+0.7×5=109.8
精馏段平均压力Pm=（106.3+109.8）/2=108.5kPa
提馏段平均压力Pm=（106.3+119.4）/2 =114.6kPa
3.2 操作温度计算
由计算可知，计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度tw=82.7℃
进料板温度tf=94.2℃
塔底温度tw=105.1℃
精馏段平均温度=（ 82.7＋94.2）/2=88.5℃
提馏段平均温度=（94.2+105.1）/2=99.7℃
3.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算

代入数据解得α=4.20,根据相平衡关系式
代入y1=0.984,得x1=0.935
MVDM=0.984×78.11+(1-0.984)×92.13=78.33Kg/Kmol
MLDM=0.935×78.11+(1-0.935)×92.13=79.01KgK/mol
3.4进料板平均摩尔质量计算
xF=0.658, 带入的yF=0.890
MVFM=0.890×78.11+(1-0.890)×92.13=79.63Kg/Kmol
MLFM=0.658×78.11+(1-0.658)×92.13=82.91Kg/Kmol
精馏段平均摩尔质量
MVM =(78.33+79.63)/2=78.98Kg/Kmol
MLM=(79.01+82.91)/2=80.96Kg/Kmol
由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即
Pv,m=Pm ×MV,m/RTm代入数据得2.85
提馏段的平均气相密度；P·v,m=Pm ×MV,m/RTm带入数据得2.98
3.5液体平均表面张力计算
塔顶液相平均表面张力计算
σA=20.94mN/m σB=21.39mN/m
σlDm=0.98×20.94+(1-0.984)×21.39=20.95mN/m
进料板平均表面张力计算
σA=19.36mN/m σB=20.21mN/m
σLFm=0.658×19.36+(1-0.658)×20.21=19.65mN/m
塔底液相平均表面张力计算
由tD=101.5℃查手册的σA=19.10mN/m σB=19.48mN/m
σLwm=0.0014×19.10+(1-0.0024)×19.84=19.84mN/m
精馏段液相平均表面张力：σLm=(20.95+19.65)/2=20.30mN/m
提馏段液相平均表面张力：σLm=（19.65+19.84）/2=19.74mN/m
3.6液相平均粘度计算
塔顶平均粘度计算：由tD=82.7℃查化工原理附录11[4]的μA=0.300mPa.s μB=0.304mPa.s
lgμLDm=0.984×lg0.300+(1-0.984)×lg0.304
解得μLDm=0.310mPa.s
塔底液相平均粘度：由tw=101.5℃查的μA=0.244mPa.s μB=0.213mPa.s
lgμLwm=0.0024×lg0.0024+(1-0.0024)×lg0.213
解得μLwm=0.213mPa.s
精馏段液相平均粘度：μLm=(0.310+0.272)/2=0.219mPa.s
提馏段液相平均密度：μLm=（0.310+0.213）/2=0.262mPa.s
4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1精馏塔塔径的计算
精馏段的汽、液相体积流率为：
V=(R+1)D=1.4×72.53=101.542
Vs=

L=RD=0.400×72.53=29.012
Lh=0.0072×3600=25.92
初选间距HT=0.45m, 板上液层高度hL=0.08m
HT-hL=0.45-0.07=0.38 查书287页的C20[5]=0.0701
C=C20(σL/20)1/2=0.0706
代入数据的umax=1.35 取安全系数0.7
u=0.7umax=1.35×0.7=0.945
D===1.025
按标准塔径圆整后为： D=1.2m
塔截面积为：AT=2=1.130
实际空塔气速为： u==0.78÷1.130=0.690
4.2提馏段塔径的计算
提馏段气、液相体积流率为：
Vs=0.803
L=qF+L=29.012+144.63=173.642
LS==0.0054
由，横坐标为：
代入数据的：0.110
取板间距HT=0.50，板上液高度hL=0.08m，则

C20=0.085
C=C20()0.2=0.085×()0.2=0.084
代入数据的umax = 1.38
取安全系数0.7，umax=0.7×1.38=0.966
D==0.841m
按标准塔径圆整后为：
塔截面积为：
实际空塔气速为：u===1.024m/s
4.3精馏塔高度的计算
精馏塔有效高度为： Z=(10-1)×0.45=4.05m
提馏段有效高度为： Z=(16-1)×0.5=7.5m
故精馏塔高度为：Z塔=4.05+7.5+0.8+2.0+1.5=15.85m

5塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置计算
因塔径D=1.2m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘[6]。各项计算如下：
堰长：lw=0.7D=0.7×1.6=0.84m
溢流堰高度hw;由hw=hL-hOW
选用平直堰，堰上液层高度
近似取E=1，则
how=E()2/3=2/3=0.0256m
取板上清液层高度 hL=0.07m
则hw=0.07-0.02560=0.0444m
5.1.1弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.7查图的
Af/At= 0.09 Wd/D=0.15
则Wd=0.18m At=1.133m2 Af=0.09×D2=0.102m2
验算液体在降液管中停留时间，即
===6.375s>5s符合要求
故降液管设计合理
5.1.2降液管底隙高度h0

取
则h0==0.0303m
hw-h0=0.0444-0.0303=0.0141＞0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
5.2塔板布置
因D=1.6m>0.80m，所以采用分块式。塔板分为5块[7]
5.2.1边缘区宽度确定
取 ,
5.2.2开口区面积计算
开口区面积Aa的计算如下

其中x=D/2-(Wd-WS)=0.6-(0.18+0.075)=0.345m
R=D/2-Wc=0.6-0.05=0.55m
则Aa=0.706m2
×苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性[8]，选用筛孔直径δ=3mm的碳钢板，取筛孔直径d0=5mm且取t/d0=3.0。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为
t=3×5=15mm
筛孔数目n为
n=×Aa=3633个
开孔率为

A0=0.101×0.706=0.071
气体通过阀孔的气速为：
u0===10.99m/s

6筛板的流体力学验算
6.1精馏段计算
干板阻力hc计算
由
由，C0=0.78
故hc=0.051×2× =0.0319m 液柱
气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力hL为：
h1=β×hL ua===0.770
Fa=ua=0.770×（2.850）1/2=1.30
查图的β=0.68
故h1=βhL=β(hw+how)=0.68×0.0747=0.051m液柱
液体表面张力的阻力计算的
液体表面张力所产生的阻力
hσ===0.00183m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度
hp=hc+h1+hσ=0.0319+0.051+0.00183=0.0848m液柱
气体通过每层塔板的压降
=hppLg=653.9kPa＜0.7kPa(设计允许值)
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响[9]。
液沫夹带量由式，hf=2.5hL=0.187
故ev=3.2=0.008液/kg气＜0.1kg液/kg气
在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内
筛板塔漏液点气速计算

=4.4×0.78=6.11
实际孔速为： u0=10.99>u0.min
稳定系数为： K==1.79>1.5
故在本设计中无明显液漏。
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系

取，则
（HT+hw)=0.5×(0.45+0.0444)=0.247m
而
板上不设进口堰
Hd=0.153×()=0.000012m液柱
Hd=0.0848+0.051+0.000012=0.136m液柱

故在本设计中不会发生液泛现象。
6.2提馏段计算
干板阻力
干板阻力
由
hc=0.051×2×=0.064
气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力为：
h1=β×hL
ua==0.788
F0=ua=1.360
查图的 β=0.64
故h1=β×hL=0.048
液体表面张力所产生的阻力为：
hσ===0.0020m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度为：
hp=hc+h1+hσ=0.0064+0.048+0.0020=0.114m液柱
气体通过每层塔板的压降
Pp=hpplg=696.36kp<0.70kp
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响[5]
液模夹带量由式
故ev==0.0063液/kg气<0.1液/kg气
在本设计中液沫夹带量在允许范围内
筛板塔漏液点的气速为：

=4.4×0.8=6.83m/s
稳定系数为： K=u0/u0.min >1.5
故在本设计中无明显漏液。
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从关系

取得（HT+hw）=0.2722m
hd=0.153×()=0.000024m液柱
Hd=hp+hl+hd=0.156m液柱
故在设计负荷下不会发生液泛。
7塔板负荷性能图
7.1漏液线
由

代入数据整理得
在操作区间内，任选数个Ls的数值，并计算出Vs的数值，计算的数值结果如下表
项目
1
2
3
4
5
Ls,m3/s
0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181
Vs,m3/s
0.927
0.986
1.035
1.074
1.095
表6漏液数据
7.2液沫夹带线
以ev=0.1液/kg[11]气为限，求Vs-Ls关系如下：
由
hf=2.5(hw+h0)=0.111+1.714Ls2/3
故
带入数据整理得Vs=4.50-18.15Ls2/3
计算的数值结果如下表

表7 液沫夹带数据
项目
1
2
3
4
5
Ls,m3/s
0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181
Vs,m3/s
4.490
4.412
3.825
3.475
3.410

7.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式
how==0.0284=0.006
Ls.min=6.97×10-4m2/s
则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。
7.4液相负荷上限线
以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

得Ls.min=(AfHT)/LS=0.0185
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。
7.5 液泛线

hc=0.0154Vs2
hl=β(hw+how)=0.03281+0.3510Ls2/3
hσ=0.00183
hp=hc+hl+hσ=0.3510Ls2/3+0.0154VS2+0.03464
hd=0.153()=199.4LS2
V2=13.20-61.20LS2/3-12949LS2
计算的数值结果如下表
表8 液泛数据
项目
1
2
3
4
5
Ls,m3/s
0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181
Vs,m3/s
3.575
3.3625
3.032
2.585
2.210
由上表数据可以作出液泛线。

气相体积流量Vx(m3/s)
图5 塔板负荷性能图
由图5得：

因此操作弹性为：

8主要工艺接管尺寸的选取和计算
8.1塔顶蒸汽出口管的直径dv
、 操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12-20 m/s，蒸气管的直径为：

其中塔顶蒸气导管内径m
塔顶蒸气量m3/s
取uv=15.00m/s则dv=0.49m
故选取接管外径×厚度 630×20mm
8.2回流管的直径dR
流速uR可取。
取，则

故选取接管外径×厚度25×2mm 
8.3进料管的直径dF
料液速度可取
故取料液速度m/s，

故选取接管外径×厚度219×14mm
8.4塔底出料管的直径dw
塔底出料管的料液流速为：
则
接管外径×厚度133×5.5mm

9结论
化工原理是一门很好的把理论现实和实践结合的一门科学。通过学了化工原理，我们用自己所学到的知识来克服一个个设计问题。本论文设计了一个把苯和氯苯分离的精馏塔，为了设计出完美的精馏塔，我对精馏塔的工艺条件、物料衡算、塔体和塔板工艺尺寸进行计算。绘制了工艺流程图。过这次毕业设计，本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且还巩固了已学的化工原理及相关课程知识。

10精馏塔的设计计算结果汇总
表9 精馏塔的设计计算结果一览表
序号
项目
数值
1
平均温度 tm ℃
88.5
2
平均压力 Pm kPa
108.5
3
气相流量 Vs m3/s
0.78
4
液相流量 Ls m3/s
0.0072
5
实际塔板数
26
6
有效段高度 Z m
15.85
7
精馏塔塔径 m
1.2
8
板间距 m
`0.45
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长 m
0.84
12
堰高 m
0.0444
13
板上液层高度 m
0.070
14
堰上液层高度 m
0.024
15
降液管底隙高度 m
0.0280
16
安定区宽度 m
0.060
17
边缘区宽度 m
0.030
18
开孔区面积 m2
0.706
19
空塔气速 m/s
1.2
20
筛孔气速 m/s
10.99
21
稳定系数
2.20
22
精馏段每层塔板压降 Pa
700
23
负荷上限 /下限
液泛控制/漏液控制
24
液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)
0.00882
25
气相负荷上限/下限m3/s
3.44/0.92
26
操作弹性
3.74

附录一 绘制生产工艺流程图

附录二 绘制精馏塔设计条件图

参考文献

[1] 夏元洵. 化学物质毒性全书[M].上海市：上海科学技术文献出版社，1991:363-375.
[2] 钱伯章，王祖刚. 《精细化工技术进展与市场分析》[M].北京市：化学工业出版社，2005:40-45.
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[4] 杨祖荣.《化工原理》[M].北京：化学工业出版社，2009:45-54.
[5] 侯丽新. 《板式精馏塔》[M].北京：化学工业出版社，2000:88-94.
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致 谢

本文的工作首先感谢卓馨老师的悉心指导和热情的帮助，衷心感谢卓老师的帮助，正是她的严格要求和正确指导才使我的研究工作和设计的撰写得以顺利完成。首先，卓老师在理论上给予了我很大的引导，在做设计之前，她找来了大量与设计相关的文献资料，让我细心的研读。在阅读文献资料的过程中，我遇到了不少困难，对于那些难懂的文献资料和我们没有学过的科学现象，她都为我做了详尽的解读并教会我如何查找资料。然后是督促我写开题报告，让我总结在阅读文献资料过程中的心得，计划实验方案，设计详细可行的实验步骤，为我能够成功完成设计奠定了坚实的基础。在设计试验阶段我遇到困难后百思不得其解的情况下我就会虚心的请教卓老师，卓老师一会在百忙中抽出时间来解释给我听。在卓老师的指导下，我的设计试验得以有条理的进行了并取得了满意的结果。在设计撰写阶段，卓老师力求精益求精，她不厌其烦地对我的设计进行了多次修改。终于，在卓老师的指导和建议下，我完成了设计定稿。在和卓老师做设计的这段时间里，我从她那里学到了很多东西，认真的态度，严谨的思维，坚毅的恒心等，这些优良的品质将会使我终生受益。在此再次向卓馨老师表示我由衷的感谢！
还有在我做设计的阶段里帮助过我的同学们，尤其是我的师姐，每当我感觉无从下手时都是他们在旁边鼓励我，支持我，正是由于他们的帮助我才能静下心来认认真真的查看文献，查找资料以及论文的撰写，衷心的感谢你们，谢谢你们的热心帮助。
最后，特别要感谢我的家人，他们默默的支持和无私奉献的精神，让我的心安定下来，专心的完成学校工作，使我能够顺利完成学业。

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